BRPI1106084B1 - Processo e aparelho para a separação de um fluxo gasoso - Google Patents
Processo e aparelho para a separação de um fluxo gasoso Download PDFInfo
- Publication number
- BRPI1106084B1 BRPI1106084B1 BRPI1106084-0A BRPI1106084A BRPI1106084B1 BR PI1106084 B1 BRPI1106084 B1 BR PI1106084B1 BR PI1106084 A BRPI1106084 A BR PI1106084A BR PI1106084 B1 BRPI1106084 B1 BR PI1106084B1
- Authority
- BR
- Brazil
- Prior art keywords
- medium
- flow
- cooled
- stream
- liquid
- Prior art date
Links
- 238000000034 method Methods 0.000 title claims abstract description 69
- 230000008569 process Effects 0.000 title claims abstract description 66
- 238000000926 separation method Methods 0.000 title claims description 21
- 239000007788 liquid Substances 0.000 claims abstract description 133
- 238000012546 transfer Methods 0.000 claims abstract description 98
- 238000004821 distillation Methods 0.000 claims abstract description 84
- 238000012545 processing Methods 0.000 claims abstract description 72
- 229930195733 hydrocarbon Natural products 0.000 claims abstract description 31
- 150000002430 hydrocarbons Chemical class 0.000 claims abstract description 31
- 239000004215 Carbon black (E152) Substances 0.000 claims abstract description 23
- VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N methane Chemical compound C VNWKTOKETHGBQD-UHFFFAOYSA-N 0.000 claims description 63
- 238000001816 cooling Methods 0.000 claims description 55
- 239000002250 absorbent Substances 0.000 claims description 51
- 230000002745 absorbent Effects 0.000 claims description 51
- 238000010438 heat treatment Methods 0.000 claims description 24
- 238000001256 steam distillation Methods 0.000 claims description 3
- 239000002826 coolant Substances 0.000 claims 8
- 238000007599 discharging Methods 0.000 claims 3
- 230000000295 complement effect Effects 0.000 claims 2
- 238000010521 absorption reaction Methods 0.000 abstract description 48
- 239000007789 gas Substances 0.000 description 73
- ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N Propane Chemical compound CCC ATUOYWHBWRKTHZ-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 26
- 238000011084 recovery Methods 0.000 description 26
- 238000010992 reflux Methods 0.000 description 25
- OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N Ethane Chemical compound CC OTMSDBZUPAUEDD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 14
- 239000012263 liquid product Substances 0.000 description 14
- 239000000047 product Substances 0.000 description 14
- 238000005194 fractionation Methods 0.000 description 13
- 239000001294 propane Substances 0.000 description 13
- 238000009833 condensation Methods 0.000 description 12
- 230000005494 condensation Effects 0.000 description 12
- 238000000227 grinding Methods 0.000 description 11
- 239000003345 natural gas Substances 0.000 description 11
- 239000007791 liquid phase Substances 0.000 description 9
- 239000012808 vapor phase Substances 0.000 description 8
- IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N Atomic nitrogen Chemical compound N#N IJGRMHOSHXDMSA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 7
- 238000005265 energy consumption Methods 0.000 description 7
- XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N aluminium Chemical compound [Al] XAGFODPZIPBFFR-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 229910052782 aluminium Inorganic materials 0.000 description 6
- IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N n-butane Chemical class CCCC IJDNQMDRQITEOD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 6
- 235000013844 butane Nutrition 0.000 description 5
- 239000000203 mixture Substances 0.000 description 5
- 238000004088 simulation Methods 0.000 description 5
- CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N Carbon dioxide Chemical compound O=C=O CURLTUGMZLYLDI-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N Ethene Chemical compound C=C VGGSQFUCUMXWEO-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 4
- 239000005977 Ethylene Substances 0.000 description 4
- 230000006835 compression Effects 0.000 description 4
- 238000007906 compression Methods 0.000 description 4
- 238000013461 design Methods 0.000 description 4
- 238000005057 refrigeration Methods 0.000 description 4
- 239000012855 volatile organic compound Substances 0.000 description 4
- 230000015572 biosynthetic process Effects 0.000 description 3
- 230000006872 improvement Effects 0.000 description 3
- 229910052757 nitrogen Inorganic materials 0.000 description 3
- QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N propylene Natural products CC=C QQONPFPTGQHPMA-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 3
- 125000004805 propylene group Chemical group [H]C([H])([H])C([H])([*:1])C([H])([H])[*:2] 0.000 description 3
- 239000003507 refrigerant Substances 0.000 description 3
- 238000009834 vaporization Methods 0.000 description 3
- 230000008016 vaporization Effects 0.000 description 3
- CBENFWSGALASAD-UHFFFAOYSA-N Ozone Chemical compound [O-][O+]=O CBENFWSGALASAD-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N Pentane Chemical class CCCCC OFBQJSOFQDEBGM-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000001569 carbon dioxide Substances 0.000 description 2
- 229910002092 carbon dioxide Inorganic materials 0.000 description 2
- 238000010586 diagram Methods 0.000 description 2
- 230000008030 elimination Effects 0.000 description 2
- 238000003379 elimination reaction Methods 0.000 description 2
- 235000013305 food Nutrition 0.000 description 2
- 239000005431 greenhouse gas Substances 0.000 description 2
- NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N isobutane Chemical compound CC(C)C NNPPMTNAJDCUHE-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 2
- 239000000463 material Substances 0.000 description 2
- -1 naphtha Substances 0.000 description 2
- 239000003921 oil Substances 0.000 description 2
- 239000002243 precursor Substances 0.000 description 2
- 150000003464 sulfur compounds Chemical class 0.000 description 2
- NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N Sulfur Chemical compound [S] NINIDFKCEFEMDL-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 230000009471 action Effects 0.000 description 1
- 238000004458 analytical method Methods 0.000 description 1
- 238000004364 calculation method Methods 0.000 description 1
- 239000007795 chemical reaction product Substances 0.000 description 1
- 239000003245 coal Substances 0.000 description 1
- 235000021270 cold food Nutrition 0.000 description 1
- 239000000470 constituent Substances 0.000 description 1
- 239000010779 crude oil Substances 0.000 description 1
- 230000003247 decreasing effect Effects 0.000 description 1
- 239000002274 desiccant Substances 0.000 description 1
- 238000000605 extraction Methods 0.000 description 1
- 239000001257 hydrogen Substances 0.000 description 1
- 229910052739 hydrogen Inorganic materials 0.000 description 1
- 125000004435 hydrogen atom Chemical class [H]* 0.000 description 1
- 239000011810 insulating material Substances 0.000 description 1
- 239000001282 iso-butane Substances 0.000 description 1
- 239000003077 lignite Substances 0.000 description 1
- 238000004519 manufacturing process Methods 0.000 description 1
- 230000007246 mechanism Effects 0.000 description 1
- 238000012986 modification Methods 0.000 description 1
- 230000004048 modification Effects 0.000 description 1
- JCXJVPUVTGWSNB-UHFFFAOYSA-N nitrogen dioxide Inorganic materials O=[N]=O JCXJVPUVTGWSNB-UHFFFAOYSA-N 0.000 description 1
- 238000004806 packaging method and process Methods 0.000 description 1
- 238000002203 pretreatment Methods 0.000 description 1
- 238000011027 product recovery Methods 0.000 description 1
- 238000004064 recycling Methods 0.000 description 1
- 230000000630 rising effect Effects 0.000 description 1
- 238000005204 segregation Methods 0.000 description 1
- 239000003079 shale oil Substances 0.000 description 1
- 239000007787 solid Substances 0.000 description 1
- 229910052717 sulfur Inorganic materials 0.000 description 1
- 239000011593 sulfur Substances 0.000 description 1
- 239000013589 supplement Substances 0.000 description 1
- 230000000153 supplemental effect Effects 0.000 description 1
- 239000002912 waste gas Substances 0.000 description 1
Images
Landscapes
- Separation By Low-Temperature Treatments (AREA)
Abstract
processamento de gás de hidrocarboneto. a invenção refere-se a um processo e a um dispositivo para um conjunto compacto de processamento para recuperar c2 (ou c3) e componentes de hidrocarbonetos mais pesados a partir de um fluxo de gás de hidrocarboneto em um conjunto de processamento compacto. o fluxo de gás é resfriado e dividido em primeiro e segundo fluxos. o primeiro fluxo é adicionalmente resfriado, expandido para pressão inferior, aquecido e sua fração líquida é fornecida como uma primeira alimentação superior a um meio de absorção. um segundo fluxo é expandido para pressão inferior e fornecido como uma alimentação de fundo para o segundo meio de absorção. um fluxo de vapor de destilação do meio de absorção é combinado com a fração de vapor da primeiro fluxo, depois resfriado pelo primeiro fluxo expandido para formar um fluxo condensado que é fornecido como uma segunda alimentação superior para o meio de absorção. um fluxo de líquido de destilação da parte inferior do meio de absorção é aquecido em um meio de transferência de massa e calor para retirar seus componentes voláteis.
Description
[001] Etileno, etano, propileno, propano e/ou hidrocarbonetos mais pesados podem ser recuperados a partir de uma variedade de gases, tais como fluxos de gás natural, gás de refinaria e gás sintético obtidos de outros materiais de hidrocarboneto tais como carvão, óleo bruto, nafta, óleo de xisto, areias de alcatrão, e lignita. O gás natural geralmente tem uma proporção maior de metano e etano, ou seja, metano e etano juntos compreendem pelo menos 50 porcento em mol do gás. O gás também contém quantidades relativamente menores de hidrocarbonetos mais pesados tais como propano, butanos, pentanos e semelhantes, bem como hidrogênio, nitrogênio, dióxido de carbono e outros gases.
[002] A presente invenção geralmente se refere à recuperação de etileno, etano, propileno, propano e hidrocarbonetos mais pesados a partir de tais fluxos de gás. Uma análise típica de um fluxo de gás a ser processado em conformidade com esta invenção seria, em percentual de mol aproximada, 90,3% de metano, 4,0% de etano e outros componentes de C2, 1,7% de propano e outros componentes de C3, 0,3% de isobutano, 0,5% de butano normal, e 0,8% de pentanos adicionais, com 0 equilíbrio formado por nitrogênio e dióxido de carbono. Gases contendo enxofre também estão presentes algumas vezes.
[003] As flutuações historicamente cíclicas nos preços de ambos 0 gás natural e seus constituintes líquidos de gás natural (NGL) algumas vezes reduziram 0 valor incremental de etano, etileno, propano, propileno e componentes mais pesados como produtos líquidos. Isto resultou em uma demanda para processos que podem fornecer recuperações mais eficientes destes produtos, para processos que podem fornecer recuperações eficazes com menos investimento em capital e para processos que podem ser facilmente adaptados ou ajustados para variar a recuperação de um componente específico em uma ampla faixa. Os processos disponíveis para separar estes materiais incluem aqueles baseados em arrefecimento e refrigeração de gás, absorção de óleo e absorção de óleo refrigerado. Além disso, processos criogê- nicos se tornaram populares devido à disponibilidade de equipamentos econômicos que produzem energia enquanto expandem e extraem calor do gás sendo processado. Dependendo da pressão da fonte de gás, a riqueza (etano, etileno e conteúdo de hidrocarbonetos mais pesados) do gás, e os produtos finais desejados, cada um destes processos ou uma combinação dos mesmos pode ser usada.
[004] O processo de expansão criogênica é agora geralmente preferencial para recuperação de líquidos de gás natural porque fornece simplicidade máxima com facilidade de partida, flexibilidade, boa eficácia, segurança e boa confiabilidade. As Patentes N°s U.S. 3.292.380; 4.061.481; 4.140.504; 4.157.904; 4.171.964; 4.185.978; 4.251.249; 4.278.457; 4.519.824; 4.617.039; 4.687.499; 4.689.063; 4.690.702; 4.854.955; 4.869.740; 4.889.545; 5.275.005; 5.555.748; 5.566.554; 5.568.737; 5.771.712; 5.799.507; 5.881.569; 5.890.378; 5.983.664; 6.182.469; 6.578.379; 6.712.880; 6.915.662; 7.191.617; 7.219.513; reemissão de Patente N° U.S. 33.408; e pedidos copenden- te n°s 11/430.412; 11/839.693; 11/971.491; 12/206.230; 12/689.616; 12/717.394; 12/750.862; 12/772.472; 12/781.259; 12/868.993; 12/869.007; 12/869.139; 12/979.563; 13/048.315; 13/051.682; 13/052.348; e 13/052.575 descrevem processos relevantes (embora a descrição da presente invenção em alguns casos seja baseada em diferentes condições de processamento daquelas descritas nas Patentes U.S. mencionadas).
[005] Em um processo de recuperação de expansão criogênica típica, um fluxo de gás de alimentação sob pressão é resfriado por troca de calor com outros fluxos do processo e/ou fontes externas de refrigeração tais como um sistema de compressão-refrigeração de propano. À medida que o gás é resfriado, os líquidos podem ser conden-sados e coletados em um ou mais separadores como os líquidos de alta pressão contendo alguns dos componentes de C2+ desejados. Dependendo da riqueza do gás e a quantidade de líquidos formados, os líquidos de alta pressão podem ser expandidos a uma pressão inferior e fracionados. A vaporização que ocorre durante a expansão dos líquidos resulta em arrefecimento adicional do fluxo. Sob algumas condições, 0 pré-arrefecimento de líquidos de alta pressão antes da expansão pode ser desejável para diminuir mais ainda a temperatura resultante da expansão. O fluxo expandido compreendendo uma mistura de líquido e vapor, é fracionado em uma coluna de destilação (desmetanizador ou desetanizador). Na coluna, os fluxos resfriados de expansão são destilados para separar metano residual, nitrogênio e outros gases voláteis como vapor superior a partir dos componentes desejados de C2, de C3 e de componentes de hidrocarbonetos mais pesados como produto líquido inferior, ou para separar metano residual, componentes de C2, nitrogênio e outros gases voláteis como vapor superior a partir dos componentes de C3 e componentes de hidrocarbonetos desejados mais pesados como produto líquido inferior.
[006] Se 0 gás de alimentação não for totalmente condensado (geralmente não é), 0 vapor restante da condensação parcial pode ser dividido em dois fluxos. Uma porção do vapor passa através de uma máquina ou mecanismo de expansão de operação, ou uma válvula de expansão, a uma pressão inferior em que os líquidos adicionais são condensados como resultado de arrefecimento adicional do fluxo. A pressão após a expansão é essencialmente a mesma que a pressão em que a coluna de destilação é operada. As fases de vapor-líquido combinadas a partir da expansão são fornecidas como alimentação para a coluna.
[007] A porção restante do vapor é resfriada até condensação substancial por troca de calor com outros fluxos de processo, por exemplo, a torre de fracionamento fria superior. Alguns ou todos os líquidos de alta pressão podem ser combinados com esta porção de vapor antes do arrefecimento. O fluxo resfriado resultante é em seguida expandido através de um dispositivo de expansão apropriado, tal como uma válvula de expansão, à pressão em que o desmetanizador é operado. Durante a expansão, uma porção do líquido irá vaporizar, resultando em arrefecimento do fluxo total. O fluxo de chama expandida é em seguida fornecido como alimentação superior para o desmetanizador. Geralmente, a porção de vapor do fluxo de flash expandida e do vapor superior do desmetanizador se combinam em uma seção separadora superior na torre de fracionamento como gás de produto de metano residual. Como alternativa, o fluxo resfriado e expandido pode ser fornecido a um separador para fornecer vapor e fluxos de líquido. O vapor é combinado com a torre superior e o líquido é fornecido à coluna como uma alimentação da coluna superior.
[008] Na operação ideal de tal processo de separação, o gás residual que deixa o processo irá conter substancialmente todo o metano no gás de alimentação com essencialmente nenhum dos componentes de hidrocarbonetos mais pesados e as frações inferiores deixando o desmetanizador irão conter substancialmente todos os componentes de hidrocarbonetos mais pesados com essencialmente nenhum metano ou componentes mais voláteis. Na prática, no entanto, esta situação ideal não é obtida porque o desmetanizador convencional é operado amplamente como uma coluna de remoção. O produto de metano do processo, portanto, geralmente compreende vapores que deixam o estágio de fracionamento superior da coluna, junto com vapores não submetidos a qualquer etapa de retificação. Perdas consideráveis de componentes de C2, C3, e C4+ ocorrem porque a alimentação líquida superior contém quantidades substanciais destes componentes e componentes de hidrocarbonetos mais pesados, resultando em quantidades de equilíbrio correspondentes de componentes de C2, componentes de C3, componentes de C4 e componentes de hidrocarbonetos mais pesados nos vapores que deixam 0 estágio de fracionamento superior do desmetanizador. A perda destes componentes desejáveis poderia ser reduzida significativamente se os vapores que surgem pudessem ser colocados em contato com uma quantidade significativa de líquido (refluxo) capaz de absorver os componentes de C2, componentes de C3, componentes de C4 e componentes de hidrocarbonetos mais pesados a partir dos vapores.
[009] Nos últimos anos, os processos preferenciais para separação de hidrocarbonetos usaram uma seção de absorção superior para fornecer retificação adicional dos vapores que surgem. Um método de gerar um fluxo de refluxo para a seção de retificação superior é usar 0 fluxo condensado substancialmente expandido em flash para esfriar e condensar parcialmente 0 vapor no alto da coluna, com 0 fluxo expandido em flash aquecido então direcionado para um ponto de alimentação médio da coluna no desmetanizador. O líquido condensado a partir do vapor no alto da coluna é separado e fornecido como alimento superior ao desmetanizador, enquanto 0 vapor condensado é descarregado como 0 gás residual do produto de metano. O fluxo expandido em flash aquecido é apenas parcialmente vaporizado e, assim, contém uma quantidade substancial de líquido que serve como refluxo suplementar para 0 desmetanizador, de modo que a alimentação superior do refluxo pode então retificar os vapores que deixam a parte inferior da coluna. A Patente n° U.S. 4.854.955 é um exemplo de um processo deste tipo.
[0010] A presente invenção emprega um meio novo para realizar várias etapas descritas acima de forma mais eficaz e usando menos peças de equipamentos. Isto é realizado combinando o que até então tem sido itens de equipamentos individuais em um alojamento comum, reduzindo assim o espaço de plotagem exigido para a planta de processamento e reduzindo o custo de capital da instalação. Surpreen-dentemente, os depositantes descobriram que o arranjo mais compacto reduz significativamente o consumo de energia necessário para alcançar um determinado nível de recuperação, aumentando a eficácia do processo e reduzindo o custo de operação da instalação. Além disso, o arranjo mais compacto também elimina muito da tubulação usada para interligar os itens de equipamentos individuais em projetos de plantas tradicionais, reduzindo mais ainda custo de capital e também eliminando as conexões de tubulação flangeadas associadas. Uma vez que os flanges de tubulação são uma fonte de vazamento potencial para hidrocarbonetos (que são compostos orgânicos voláteis, VOCs, que contribuem para gases de efeito estufa e também podem ser precursores para formação de ozônio atmosférico), eliminar estes flanges reduz o potencial para emissões atmosféricas que podem danificar o meio ambiente.
[0011] Em conformidade com a presente invenção, foi descoberto que recuperações de C2 em excesso de 86% podem ser obtidas. Semelhantemente, naqueles casos em que a recuperação dos componentes de C2 não é desejada, as recuperações de C3 em excesso de 99% podem ser obtidas, fornecendo essencialmente a rejeição completa de componentes de C2 para 0 fluxo de gás residual. Além disso, a presente invenção torna possível essencialmente 100% de separação de metano (ou componentes de C2) e componentes mais leves a partir dos componentes de C2 (ou componentes de C3) θ componentes mais pesados em exigências de energia inferiores em comparação ao estado da técnica enquanto mantém o mesmo nível de recuperação. A presente invenção, embora aplicável em pressões inferiores e temperaturas mais quentes é especificamente vantajosa ao processar gases de alimentação na faixa de 2.758 a 10.342 kPa(a) [400 a 1500 psia] ou superior sob condições que exigem temperaturas superiores de coluna de recuperação de NGL de -46°C [-50°F] ou mais frias.
[0012] Para um melhor entendimento da presente invenção, é feita referência aos seguintes exemplos e desenhos. Referência aos desenhos:
[0013] As figuras 1 e 2 são diagramas de fluxo de uma planta de processamento de gás natural do estado da técnica em conformidade com a Patente N° U.S. 4.854.955; a figura 3 é um fluxograma de uma planta de processamento de gás natural em conformidade com a presente invenção; e as figuras 4 a 10 são fluxogramas que ilustram meios alternativos de aplicação da presente invenção a um fluxo de gás natural.
[0014] Na seguinte explicação das figuras acima, são fornecidas tabelas que resumem vazões calculadas para condições de processos representativas. Nas tabelas do presente documento, os valores para vazões (em mols por hora) foram arredondados para o número inteiro mais próximo por conveniência. As taxas totais de fluxo nas tabelas incluem todos os componentes não hidrocarboneto e, portanto, são geralmente maiores do que a soma das vazões de fluxo para os componentes de hidrocarbonetos. As temperaturas indicadas são valores aproximados ao grau mais próximo. Deve também ser observado que os cálculos de projetos de processo realizados para fins de comparar os processos descritos nas figuras são baseados na presunção de nenhum vazamento de calor de (ou para) os entornos para (ou a partir) do processo. A qualidade dos materiais isolantes comercialmente dis-poníveis torna isto uma presunção muito razoável e uma que é geral- mente feita por aqueles versados na técnica.
[0015] Por conveniência, os parâmetros dos processos são relatados em ambas as unidades Britânicas tradicionais e nas unidades do Système International d'Unités (SI). As vazões molares fornecidas nas tabelas podem ser interpretadas como libra-mols por hora ou mols de quilograma por hora. O consumo de energia relatado como potência (HP) e/ou mil Unidades Térmicas Britânicas por hora (MBTU/Hr) corresponde às vazões molares determinadas em libra-mols por hora. Os consumos de energia relatados como kilowatts (kW) correspondem às vazões molares determinadas em mols de quilograma por hora. DESCRIÇÃO DO ESTADO DA TÉCNICA
[0016] A figura 1 é um fluxograma de processo que mostra o projeto de uma planta de processamento para recuperar componentes de C2+ de gás natural usando o estado da técnica de acordo com a Patente N° U.S. 4.854.955. Nesta simulação do processo, o gás de entrada entra na planta a 43°C [110°F] e 6,307 kPa(a) [915 psia] como a corrente 31. Se o gás de entrada contiver uma concentração de compostos de enxofre que impediria os fluxos do produto de satisfazerem às especificações, os compostos de enxofre seriam removidos por pré-tratamento apropriado do gás de alimentação (não ilustrado). Além disso, o fluxo de alimentação é geralmente desidratado para impedir formação de hidrato (gelo) sob condições criogênicas. Dessecante sólido foi tipicamente usado para este propósito.
[0017] O fluxo de alimentação 31 é dividido em duas porções, fluxos 32 e 33. O corrente 32 é resfriado até -37°C [-34°F] em trocador de calor 10 através de troca de calor com fluxo de gás residual frio 42a, enquanto a corrente 33 é resfriada até -25°C [-13°F] no trocador de calor 11 por troca de calor com líquidos refervedores do desmetanizador a 11 °C [52°F] (corrente 45) e líquidos refervedores laterais a -45°C [-49°F] (corrente 44). Os fluxos 32a e 33a se recombinam para formar a corrente 31a, que entra no separador 12 a [-33°C] [-28°F] e 6,155 kPa(a) [893 psia] onde o vapor (corrente 34) é separado do líquido condensado (vapor 35).
[0018] O vapor (corrente 34) do separador 12 é dividido em dois fluxos, 36 e 39. A corrente 36, contendo cerca de 27% do vapor total, é combinada com o líquido do separador (corrente 35), e o fluxo combinado 38 passa através do trocador de calor 13 na relação de troca de calor com o fluxo de gás residual frio 42 onde é resfriado para condensação substancial. O fluxo resultante substancialmente condensado 38a a -93°C [-135°F] é em seguida expandido por chama através da válvula de expansão 14 para levemente acima da pressão operacional (aproximadamente 2.730 kPa(a) [396 psia]) da torre de fracionamento 18. Durante a expansão, uma porção do fluxo é vaporizada, resultando em arrefecimento do fluxo total. No processo ilustrado na figura 1, o fluxo expandido 38b que sai da válvula de expansão 14 alcança uma temperatura de -94°C [-138°F] antes de entrar no trocador de calor 20. No trocador de calor 20, o fluxo expandido em flash é aquecido e parcialmente vaporizado, pois fornece refrigeração e condensação parcial do fluxo no alto da coluna 41, com o fluxo aquecido 38c a -95 °C [-139 °F] depois fornecido para a torre de fracionamento 18 em um primeiro ponto de alimentação da coluna média superior. (Note que a temperatura da corrente 38b/38c cai um pouco enquanto ela é aquecida, devido à queda de pressão através do trocador de calor 20 e da vaporização resultante de parte do metano líquido contido no fluxo).
[0019] Os 73% restantes do vapor do separador 12 (corrente 39) entram em uma máquina de expansão de operação 15 na qual a energia mecânica é extraída desta porção da alimentação de alta pressão. A máquina 15 expande o vapor substancialmente de forma isentrópica à pressão operacional da torre, com a expansão da operação resfriando o fluxo expandido 39a a uma temperatura de aproximadamente -71°C [-95°F]. Os expansores típicos disponíveis comercialmente são capazes de recuperar na ordem de 80 a 85% da operação teoricamente disponível em uma expansão isentrópica ideal. A operação recupe-rada é com frequência usada para acionar um compressor centrífugo (tal como o item 16) que pode ser usado para recomprimir o fluxo de gás residual aquecido (corrente 42b), por exemplo. O fluxo expandido parcialmente condensado 39a é posteriormente fornecido como alimentação para a torre de fracionamento 18 em um segundo ponto de alimentação da coluna média inferior.
[0020] O vapor no alto da coluna (corrente 41) é retirado do topo do desmetanizador 18 e resfriado de -93 °C [-136 °F] para -94 °C [-138 °F] e parcialmente condensado (corrente 41a) no trocador de calor 20 pela troca de calor com o fluxo expandido em flash substancialmente condensado 38b, conforme descrito anteriormente. A pressão de operação no separador de refluxo 21 ( 2.696 kPa(a) [391 psia]) é mantida ligeiramente abaixo da pressão de operação do desmetanizador 18. Isso fornece a força motriz que faz com que fluxo de vapor no alto 41 flua através de trocador de calor 20, e daí para o separador de refluxo 21, onde o líquido condensado (corrente 43) é separado do vapor não condensado (corrente 42). O fluxo de líquido 43 do separador de refluxo 21 é bombeado pela bomba 22 a uma pressão um pouco acima da pressão de operação do desmetanizador 18, e a corrente 43a é então fornecida como alimentação da coluna superior fria (refluxo) para o desmetanizador 18. Este refluxo de líquido frio absorve e condensa os componentes de C2, componentes de C3 e componentes mais pesados nos vapores que sobem pela região superior da seção de absorção 18a do desmetanizador 18.
[0021] O desmetanizador na torre 18 é uma coluna de destilação convencional contendo uma pluralidade de bandejas espaçadas verticalmente, uma ou mais esferas embaladas, ou alguma combinação de bandejas e embalagens. Como é frequentemente o caso em plantas de processamento de gás natural, a torre do desmetanizador consiste em duas seções: uma seção superior absorvente (retificação) 18a que contém as bandejas e/ou embalagem para fornecer o contato necessário entre a porção de vapor do fluxo expandido 39a que sobe e o líquido frio que cai para condensar e absorver os componentes de C2, componentes de C3 e componentes mais pesados; e uma seção de remoção inferior (desmetanização) 18b que contém as bandejas e/ou embalagens para fornecer 0 contato necessário entre os líquidos que caem e os vapores que surgem para cima. A seção de desmetaniza-ção 18b também inclui refervedores (tal como 0 refervedor e 0 refer- vedor lateral descritos anteriormente) que aquecem e vaporizam uma porção dos líquidos que fluem coluna abaixo para fornecer os vapores de remoção que fluem para cima da coluna para extrair 0 produto líquido (corrente 46), de metano e componentes mais leves. O fluxo de produto líquido 46 sai da parte inferior da torra em 25°C [77°F], com base em uma especificação típica de uma razão de metano para etano de 0,010:1 em base de massa no produto inferior.
[0022] O fluxo de vapor 42 a partir do separador de refluxo 21 é 0 fluxo de gás residual frio. Ele passa contrafluxo pelo gás de alimentação de entrada e para 0 fluxo de reciclagem no trocador de calor 13 onde é aquecido a -48°C [-54°F] (corrente 42a) e no trocador de calor 10 onde é aquecido até 37°C [98°F] (corrente 42b) uma vez que fornece resfriamento, como descrito anteriormente. O fluxo de gás residual é em seguida recomprimido em dois estágios. O primeiro estágio é 0 compressor 16 acionado pela máquina de expansão 15. O segundo estágio é 0 compressor 23 acionado por uma fonte de energia suplementar que comprime 0 gás residual (corrente 42d) para a pressão na linha de fornecimentos/fornecimento. Após arrefecimento a 43°C [110°F] no arrefecedor de descarga 24, a corrente 42e é dividida no produto de gás residual (corrente 46) e no fluxo de reciclagem 45 con-forme descrito anteriormente. O fluxo de gás residual 46 flui para a tubulação de gás de fornecimento a 6.307 kPa(a) [915 psia], suficiente para satisfazer às exigências de linha (geralmente na ordem da pressão de entrada).
[0023] Um sumário das vazões de fluxo e consumo de energia para o processo ilustrado na figura 1 é estipulado na seguinte tabela: Tabela I (figura 1) Sumário do Fluxo de Corrente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr] Recuperações* Etano 84,99% Propano 97,74% Butanos+ 99,83% Energia Compressão de Gás Residual 9.050 kW [5.505 HP] *(Com base em razões não arredondadas)
[0024] A figura 2 é um diagrama de fluxo de processo mostrando uma maneira pela qual o design da fábrica de processamento na figura 1 pode ser adaptado para operar em um nível inferior de recuperação de componente de C2. Esta é uma exigência comum quando os valores relativos de gás natural e hidrocarbonetos líquidos são variáveis, fazendo com que a recuperação dos componentes de C2 não seja rentável às vezes. O processo da figura 2 foi aplicado à mesma composição de gás de alimentação e condições descritas anteriormente para a figura 1. No entanto, na simulação do processo da figura 2, as condições de funcionamento do processo foram ajustadas para rejeitar quase todos os componentes de C2 para 0 gás residual, em vez de recuperá-los no produto de líquido de fundo a partir da torre de fraciona-mento.
[0025] Nesta simulação do processo, 0 gás de admissão entra na planta a 43 °C [110 °F] e 6.307 kPa(a) [915 psia] como corrente 31 e é resfriado no trocador de calor 10 por troca de calor com 0 fluxo de gás residual frio 42a. O fluxo resfriado 31a entra no separador 12 a -9 °C [15 °F] e 6.203 kPa(a) [900 psia], onde 0 vapor (corrente 34) é separado do líquido condensado (corrente 35).
[0026] O vapor (corrente 34) do separador 12 é dividido em dois fluxos, 36 e 39. A corrente 36, contendo cerca de 28% do vapor total, é combinada com 0 líquido do separador (corrente 35) e 0 fluxo combinado 38 passa pelo trocador de calor 13 em relação de troca de calor com 0 fluxo de gás residual frio 42, onde é resfriado para condensação substancial. O fluxo substancialmente condensado resultante 38a a - 81 °C [-114 °F] é então expandido em flash através da válvula de expansão 14 para ligeiramente acima da pressão de funcionamento (aproximadamente 2.758 kPa(a) [400 psia]) da torre de fracionamento 18. Durante a expansão, uma parte do fluxo é vaporizada, resultando no resfriamento do fluxo total. No processo ilustrado na figura 2, 0 flu- xo expandido 38b que deixa a válvula de expansão 14 atinge uma temperatura de -94 °C [-137 °F] antes de entrar no trocador de calor 20. No trocador de calor 20, o fluxo expandido em flash é aquecido e parcialmente vaporizado à medida que fornece refrigeração e condensação parcial do vapor no alto da coluna 41, com o fluxo aquecido 38c a -77 °C [-107 °F], posteriormente fornecido à torre de fracionamento 18 a um ponto de alimentação da coluna média superior.
[0027] Os 72% restantes do vapor do separador 12 (corrente 39) entram em uma máquina de expansão por trabalho 15 em que a energia mecânica é extraída desta parte da alimentação de alta pressão. A máquina 15 expande o vapor substancialmente isentropicamente à pressão operacional da torre, com a expansão de trabalho resfriando o fluxo expandido 39a a uma temperatura de aproximadamente -50 °C [- 58 °F] antes de ser fornecido como alimentação à torre de fracionamento 18 a um ponto de alimentação da coluna média inferior.
[0028] O vapor no alto da coluna (corrente 41) é retirado do topo do desetanizador 18 e resfriado de -74 °C [-102 °F] para -83 °C [-117 °F] e parcialmente condensado (corrente 41a) no trocador de calor 20 por troca de calor com o fluxo substancialmente condensado expandido em flash 38b, conforme descrito anteriormente. O fluxo parcialmente condensado 41a entra no separador de refluxo 21, operando a 2.723 kPa(a) [395 psia], onde o líquido condensado (corrente 43) é separado do vapor não condensado (corrente 42). O fluxo de líquido 43 do separador de refluxo 21 é bombeado pela bomba 22 a uma pressão um pouco acima da pressão de operação do desetanizador 18 e a corrente 43a é então fornecida como alimento frio da coluna superior (refluxo) para o desetanizador 18.
[0029] O fluxo de produto líquido 46 sai da parte inferior da torre a 106 °C [223 °F], com base em uma especificação típica de uma razão de etano sobre propano de 0,050:1 em uma base molar no produto de fundo. O gás residual frio (fluxo de vapor 42 do separador de refluxo 21) passa contrafluxo para o gás de alimentação de entrada no trocador de calor 13, onde é aquecido a -31°C [-25°F] (corrente 42) e no trocador de calor 10, onde é aquecido a 41 °C [105 °F] (corrente 42b), uma vez que fornece resfriamento conforme descrito anteriormente. O gás residual é então recomprimido em duas etapas, o compressor 16 impulsionado pela expansão da máquina 15 e o compressor 23 impulsionado por uma fonte de energia suplementar. Depois a corrente 42d é resfriada a 43 °C [110 °F] no refrigerador de descarga 24, o produto de gás residual (corrente 42e) flui para o gasoduto de fornecimentos a 6.307 kPa(a) [915 psia],
[0030] Um sumário das vazões de fluxo e consumo de energia para o processo ilustrado na figura 2 é estipulado na seguinte tabela: Tabela II (figura 2) Sumário do Fluxo de Corrente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr]
Recuperações* Propano 99,50% Butanos+ 100,00% Energia Compressão de Gás Residual 9.198 kW [5.595 HP] *(Com base em razões não arredondadas)
[0031] A figura 3 ilustra um fluxograma de um processo em conformidade com a presente invenção. A composição do gás de alimentação e as condições consideradas no processo apresentado na figura 3 são as mesmas que aquelas na figura 1. Consequentemente, o processo da figura 3 pode ser comparado com aquele da figura 1 para ilustrar as vantagens da presente invenção.
[0032] Na simulação do processo da figura 3, o gás de entrada entra na planta como o corrente 31 e é dividido em duas porções, fluxos 32 e 33. A primeira porção, corrente 32, entra em um meio de troca de calor na região superior da seção de arrefecimento de alimentação 118a dentro do conjunto de processamento 118. Este meio de troca de calor pode ser composto de um trocador de calor do tipo aleta e tubo, um trocador de calor do tipo placa, um trocador de calor do tipo alumínio soldado, ou outro tipo de dispositivo de transferência de calor, incluindo trocador de calor multipassagem e/ou multisserviço. O meio de troca de calor é configurado para fornecer troca de calor entre a corrente 32 que flui através de uma passagem do meio de troca de calor e um fluxo de vapor de destilação que surge a partir da seção retificadora 118b dentro do conjunto de processamento 118 que foi aquecida em um meio de troca de calor na região inferior da seção de arrefecimento de alimentação 118a. A corrente 32 é resfriada enquanto aquece mais o fluxo de vapor de destilação, com a corrente 32a deixando o meio de troca de calor a -34°C [-29°F],
[0033] A segunda porção, a corrente 33, entra em um meio de transferência de massa e calor na seção de remoção 118d dentro do conjunto de processamento 118. Este meio de transferência de massa e calor pode também ser composto de um trocador de calor do tipo aleta e tubo, um trocador de calor do tipo placa, um trocador de calor do tipo alumínio soldado ou outro tipo de dispositivo de transferência de calor, incluindo trocadores de calor do tipo multipassagem e/ou multisserviço. O meio de transferência de calor e massa é configurado para fornecer troca de calor entre a corrente 33 que flui através de uma passagem do meio de transferência de calor e massa e um fluxo de líquido de destilação que flui para baixo a partir de um meio de absorção acima do meio de transferência de massa e calor na seção de remoção 118d dentro do conjunto de processamento 118, para que a corrente 33 seja resfriada enquanto aquece o fluxo do líquido de destilação, resfriando a corrente 33a a -23°C [-10°F] antes de deixar o meio de transferência de calor e massa. À medida que o fluxo do líquido de destilação é aquecido, uma porção da mesma é vaporizada para formar vapores de remoção que surgem para cima conforme o líquido restante continua fluindo para baixo através do meio de transferência de calor e massa. O meio de transferência de calor e massa fornece contato contínuo entre os vapores de extração e o fluxo de líquido de destilação de modo que também opera para fornecer transferência de massa entre as fases de vapor e líquido, removendo o fluxo de produto líquido 46 de metano e componentes mais leves.
[0034] Os fluxos 32a e 33a se recombinam para formar a corrente 31a, que entra na seção separadora 118e dentro do conjunto de processamento 118 a -31°C [-23°F] e 6.203 kPa(a) [900 psia], onde o vapor (corrente 34) é separado do líquido condensado (corrente 35). A seção separadora 118e tem uma cabeça interna ou outros meios para dividi-la da seção de remoção 118d, de modo que as duas seções dentro do conjunto de processamento 118 possam operar em pressões diferentes.
[0035] O vapor (corrente 34) da seção separadora 118e é dividido em dois fluxos, 36 e 39. A corrente 36, contendo cerca de 29% do vapor total, é combinada com o líquido separado (corrente 35, através da corrente 37), e o fluxo combinado 38 entra em um meio de troca de calor na região inferior da seção de arrefecimento de alimentação 118a dentro do conjunto de processamento 118. Este meio de troca de calor pode da mesma forma ser composto de um trocador de calor do tipo aleta e tubo, um trocador de calor do tipo placa, um trocador de calor do tipo alumínio soldado, ou outro tipo de dispositivo de transferência de calor, incluindo trocador de calor multipassagem e/ou multis- serviço. O meio de troca de calor é configurado para fornecer troca de calor entre a corrente 38 que flui através de uma passagem do meio de troca de calor e o fluxo de vapor de destilação que surge da seção retificadora 118b dentro do conjunto de processamento 118, de modo que a corrente 38 seja resfriada para condensação substancial enquanto aquece o fluxo de vapor de destilação.
[0036] O fluxo resultante substancialmente condensado 38a a -93°C [-135T] é em seguida expandido por chama através da válvula de expansão 14 à ligeiramente acima da pressão de operação (aproximadamente 2.675 kPa(a) [388 psia]) da seção de retificação 118b e da seção de absorção 118d (um meio de absorção) dentro do conjunto de processamento 118. Durante a expansão uma porção do fluxo pode ser vaporizada, resultando em arrefecimento do fluxo total. No processo ilustrado na figura 3, o fluxo expandido 38b que sai da válvula de expansão 14 alcança uma temperatura de -95°C [-139°F] antes que ele seja direcionado para um meio de transferência de calor e massa no interior da seção de retificação 118b. Este meio de transferência de calor e massa também pode ser composto por um trocador de calor do tipo tubo e aleta, um trocador de calor do tipo placa, um trocador de calor do tipo alumínio soldado, ou outro tipo de dispositivo de transferência de calor, incluindo trocadores de calor de multipassagem e/ou multisserviço. O meio de transferência de massa e calor é configurado para fornecer troca de calor entre o fluxo de vapor de destilação que sai da seção de absorção 118c que flui para cima através de uma passagem do meio de transferência de massa e calor 38b fluindo para baixo, de modo que o vapor de destilação é resfriado enquanto aquece o fluxo expandido. Conforme o fluxo de vapor de destilação é resfriado, uma parte dela é condensada e desce, enquanto o vapor de destilação restante continua fluindo para cima através do meio de transferência de massa e calor. O meio de transferência de massa e calor fornece um contato permanente entre o líquido condensado e o vapor de destilação, de modo que também funciona para fornecer transferência de massa entre as fases de vapor e líquido, fornecendo assim retificação do vapor de destilação. O líquido condensado é coletado do fundo do meio de transferência de massa e calor e direcionado para a seção de absorção 118c.
[0037] O fluxo expandido em flash 38b é parcialmente vaporizado, pois fornece refrigeração e condensação parcial do fluxo do vapor de destilação e sai do meio de transferência de calor e massa na seção de retificação 118b a -96 °C [-140 °F]. (Note que a temperatura da corrente 38b cai um pouco enquanto ela é aquecida, devido à queda de pressão através do meio de transferência de massa e calor à vaporização resultante de parte do metano líquido contida no fluxo). O fluxo aquecido expandido em flash é separado em suas respectivas fases de vapor e de líquido, com a fase de vapor se combinando com o vapor resultante da seção de absorção 118c para formar o fluxo de vapor de destilação que entra no meio de transferência de massa e calor na seção de retificação 118b conforme descrito anteriormente. A fase líquida é direcionada para a região superior da seção de absorção para se juntar com o líquido condensado do fluxo do vapor de destilação na seção de retificação 118b.
[0038] Os 71 % restantes do vapor da seção separadora 118e (corrente 39) entram em uma máquina de expansão de operação 15 em que a energia mecânica é extraída desta porção da alimentação de alta pressão. A máquina 15 expande o vapor substancialmente de forma isentrópica para a pressão operacional da seção de absorção 118c, com a expansão de operação resfriando o fluxo expandido 39a a uma temperatura de -70°C [-93°F], O fluxo expandido parcialmente condensado 39a é posteriormente fornecido como alimentação para a região inferior da seção de absorção 118c dentro do conjunto de processamento 118 para ser contatada pelos líquidos fornecidos para a região superior da seção de absorção 118c.
[0039] A seção de absorção 118c e a seção de remoção 118d cada contêm um meio de absorção que consiste em uma pluralidade de bandejas espaçadas verticalmente, uma ou mais esferas embaladas, ou alguma combinação de bandejas e embalagens. As bandejas e/ou embalagens na seção de absorção 118c e na seção de remoção 118d fornecem o contato necessário entre os vapores que surgem para cima e o líquido frio que cai. A porção líquida do fluxo expandido 39a se mistura com os líquidos que caem da seção de absorção 118c e o líquido combinado segue para baixo na seção de remoção 118d. Os vapores que surgem da seção de remoção 118d se combinam com a porção de vapor de um fluxo expandido 39a e sobem através da seção de absorção 118c, para entrarem em contato com o líquido frio que cai para condensar a absorver a maior parte dos componentes de C2, componentes de C3, e componentes mais pesados destes vapores. Os vapores que surgem da seção de absorção 118c se combinam com a porção de vapor do fluxo expandido aquecido 38b e sobem através da seção de retificação 118b, para ser resfriada e retificada para remover a maior parte dos componentes de C2, componentes de C3, e compo- nentes mais pesados restantes nestes vapores, conforme descrito anteriormente. A porção líquida do fluxo expandido aquecido 38b se mistura com os líquidos que caem da seção de retificação 118b e o líquido combinado segue para baixo na seção de absorção 118c.
[0040] O líquido de destilação que flui para baixo do meio de transferência de calor e massa na seção de remoção 118d dentro do conjunto de processamento 118 foi removido de metano e componentes mais leves. O produto líquido resultante (corrente 46) sai da região inferior da seção de remoção 118d e deixa o conjunto de processamento 118 a 23°C [73°F], O fluxo de vapor de destilação que surge da se-ção retificadora 118b é aquecido na seção de arrefecimento de alimentação 118a conforme fornece arrefecimento para os fluxos 32 e 38, conforme descrito anteriormente, e o fluxo de gás residual 42 deixa o conjunto de processamento 118 a 37°C [99°F], O fluxo de gás residual é em seguida recomprimido em dois estágios, o compressor 16 acionado pela máquina de expansão 15 e o compressor 23 acionado por uma fonte de energia suplementar. Após a corrente 42b ser resfriada até 43°C [110°F] no arrefecedor de descarga 24, o produto de gás residual (corrente 42c) flui para a tubulação de gás de fornecimento a 6.307 kPa(a) [915 psia],
[0041] Um sumário das vazões de fluxo e do consumo de energia para o processo ilustrado na figura 3 é estipulado na seguinte tabela: Tabela III (figura 3) Sumário do Fluxo de Corrente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr]
Recuperações* Etano 86,66% Propano 98,01% Butanos+ 99,81% Energia Compressão de Gás Residual 8.711 kW [5.299 HP] ‘(Com base em razões não arredondadas)
[0042] Uma comparação das Tabelas I e III mostra que, comparada com o estado da técnica, a presente invenção melhora a recuperação de etano de 84,99% para 86,66% e a recuperação de propano de 97,74% para 98,01% e mantém essencialmente a mesma recuperação de butanos+ (99,81% versus 99,83% do estado da técnica). A comparação das Tabelas I e II mostra ainda que os rendimentos do produto foram alcançados usando significativamente menos energia do que o estado da técnica. Em termos da eficácia de recuperação (definida pela quantidade de etano recuperado por unidade de energia), a presente invenção representa uma melhora de aproximadamente 6% sobre o estado da técnica do processo da figura 1.
[0043] A melhora na eficácia de recuperação fornecida pela presente invenção sobre aquela do estado da técnica do processo da figura 1 se deve principalmente a três fatores. Primeiro, o arranjo de compacto dos meios de troca de calor na seção de arrefecimento de alimentação 118a e na seção de retificação 118b dentro do conjunto de processamento 118 eliminam a queda de pressão imposta pela tu-bulação de interconexão encontrada nas plantas de processamento convencionais. O resultado é que o gás residual que flui para o compressor 16 fica em maior pressão para a presente invenção em comparação ao estado da técnica, de modo que o gás residual que entra no compressor 24 está a uma pressão significativamente maior, reduzindo assim a energia exigida pela presente invenção para restaurar o gás residual para a pressão da tubulação.
[0044] Segundo, usar o meio de transferência de calor e massa na seção de remoção 118d para aquecer simultaneamente o líquido de destilação que sai do meio de absorção na seção de remoção 118d enquanto permite que os vapores resultantes entrem em contato com o líquido e a remoção de seus componentes voláteis seja mais eficaz do que usar uma coluna de destilação convencional com refervedores externos. Os componentes voláteis são removidos do líquido continuamente, reduzindo a concentração dos componentes voláteis nos vapores de remoção mais rapidamente e assim melhorando a eficácia de remoção para a presente invenção.
[0045] Terceiro, usar o meio de transferência de massa e calor na seção de retificação 118b para resfriar ao mesmo tempo o fluxo do vapor de destilação que sobe da seção de absorção 118c enquanto condensa os componentes mais pesados de hidrocarbonetos a partir do fluxo de vapor de destilação fornece uma retificação mais eficiente do que usar refluxo em uma coluna de destilação convencional. Como resultado, mais dos componentes de C2, componentes de C3 e componentes mais pesados de hidrocarbonetos podem ser removidos do fluxo de vapor de destilação utilizando a refrigeração disponível no fluxo expandido 38b em comparação com 0 estado da técnica do processo da figura 1.
[0046] A presente invenção oferece duas outras vantagens sobre o estado da técnica para o aumento na eficácia de processamento. Primeiro, o arranjo compacto do conjunto de processamento 118 da presente invenção substitui oito itens de equipamentos separados no estado da técnica (trocadores de calor 10, 11, 13, e 20; separador 12; separador de refluxo 21, bomba de refluxo 22 e torre de fracionamento 18 na figura 1) com um item de equipamento único (conjunto de processamento 118 na figura 3). Isto reduz as exigências de espaço de plotagem, elimina a tubulação de interconexão e elimina a energia consumida pela bomba de refluxo, reduzindo o custo de capital e operacional de uma planta de processo que utiliza a presente invenção sobre aquele do estado da técnica. Segundo, a eliminação da tubulação de interconexão significa que uma planta de processamento que utiliza a presente invenção tem bem menos conexões flangeadas em comparação ao estado da técnica, reduzindo o número de fontes potenciais de vazamento na planta. Os hidrocarbonetos são compostos orgânicos voláteis (VOCs), alguns dos quais são classificados como gases de efeito estufa e alguns podem ser precursores para formação de ozônio atmosférico, o que significa que a presente invenção reduz o potencial para liberações atmosféricas que podem danificar o ambiente.
[0047] Nos casos em que o nível de recuperação de componente de C2 no produto líquido deve ser reduzido (como no processo do estado da técnica da figura 2 descrito anteriormente, por exemplo), a presente invenção oferece vantagens de eficiência significativas em relação ao processo do estado da técnica descrito na figura 2. As condições de funcionamento do processo da figura 3 podem ser alteradas conforme ilustrado na figura 4 para reduzir 0 teor de etano no produto líquido da presente invenção para 0 mesmo nível do processo do estado da técnica da figura 2. A composição do gás de alimentação e as condições consideradas no processo apresentado na figura 4 são as mesmas que na figura 2. Assim, o processo da figura 4 pode ser comparado com o da figura 2 para melhor ilustrar as vantagens da presente invenção.
[0048] Na simulação do processo da figura 4, o fluxo do gás de entrada 31 entra em um meio de troca de calor na região superior da seção de resfriamento de alimentação 118a no interior do conjunto de processamento 118. O meio de troca de calor é configurado para fornecer troca de calor entre a corrente 31 que flui através de uma passagem do meio de troca de calor e um fluxo de vapor de destilação de fluxo da seção de retificação 118b dentro do conjunto de processa-mento 118 que foi aquecido em um meio de troca de calor na região inferior da seção de resfriamento de alimentação 118a. A corrente 31 é resfriada ainda mais enquanto aquece o fluxo de vapor de destilação 31a que deixa o meio de troca de calor e, posteriormente, entra na seção do separador 118e dentro do conjunto de processamento 118 a -9 °C [15 °F] e 6.203 kPa(a) [900 psia], em que o vapor (corrente 34) é separado do líquido condensado (corrente 35).
[0049] O vapor (corrente 34) da seção do separador 118e é dividido em dois fluxos, 36 e 39. A corrente 36, contendo cerca de 28% do vapor total, é combinada com o líquido separado (corrente 35, através da corrente 37), e o fluxo combinado 38 entra em um meio de troca de calor na região inferior da seção de refrigeração de alimentação 118a dentro do conjunto de processamento 118. O meio de troca de calor é configurado para fornecer troca de calor entre a corrente 38 que flui através de uma passagem do meio de troca de calor e o fluxo de vapor de destilação de fluxo da seção de retificação 118b dentro do conjunto de processamento 118, de modo que a corrente 38 é resfriada para condensação substancial enquanto aquece o fluxo do vapor de destilação.
[0050] O fluxo substancialmente condensado resultante 38a a -81 °C [-114 °F] é então expandido em flash através da válvula de expansão 14 a ligeiramente acima da pressão de funcionamento (aproximadamente 2.710 kPa(a) [393 psia]) da seção de retificação 118n e da seção de absorção 118c no interior do conjunto de processamento 118. Durante a expansão, uma parte do fluxo pode ser vaporizada, resultando no resfriamento do fluxo total. No processo ilustrado na figura 4, o fluxo expandido 38b que deixa a válvula de expansão 14 atinge uma temperatura de -94 °C [-138 °F] antes que ele seja direcionado para um meio de transferência de calor e massa no interior da seção de retificação 118b. O meio de transferência de massa e calor é configurado para fornecer troca de calor entre o fluxo de vapor de destila-ção de fluxo da seção de absorção 118c que flui para cima através de uma passagem do meio de transferência de massa e calor e o fluxo expandido 38b que flui para baixo, de modo que o vapor de destilação é resfriado enquanto aquece o fluxo expandido. Conforme o fluxo de vapor de destilação é resfriado, uma parte dele é condensada e cai, enquanto o vapor de destilação restante continua fluindo para cima através do meio de transferência de massa e calor. O meio de transfe-rência de massa e calor fornece um contato permanente entre o líquido condensado e o vapor de destilação, de modo que ele também funciona para fornecer transferência de massa entre as fases de vapor e de líquido, fornecendo assim retificação do vapor de destilação. O líquido condensado é coletado do fundo do meio de transferência de massa e calor e direcionado para a seção de absorção 118c.
[0051] O fluxo expandido em flash 38b é parcialmente vaporizado, pois fornece refrigeração e condensação parcial do fluxo de vapor de destilação, depois sai do meio de transferência de massa e calor na seção de retificação 118b a -75 °C [-104 °F] e é separado em suas respectivas fases de vapor e líquida. A fase de vapor se combina com o vapor resultante da seção de absorção 118c para formar o fluxo de vapor de destilação que entra no meio de transferência de massa e calor na seção de retificação 118b, conforme descrito anteriormente. A fase líquida é direcionada para a região superior da seção de absorção 118c para se juntar com o líquido condensado do fluxo de vapor de destilação na seção de retificação 118b.
[0052] Os restantes 72% do vapor da seção do separador 118e (corrente 39) entram em uma máquina de expansão por trabalho 15 em que a energia mecânica é extraída a partir desta parte da alimentação de alta pressão. A máquina 15 expande o vapor substancialmente isentropicamente à pressão de operação da seção de absorção 118c, com a expansão de trabalho resfriando o fluxo expandido 39a a uma temperatura de aproximadamente -51 °C [-60 °F]. O fluxo expandido parcialmente condensado 39a é posteriormente fornecido como alimento para a região inferior da seção de absorção 118c dentro do conjunto de processamento 118 para ser contatado pelos líquidos fornecidos para a região superior da seção de absorção 118c.
[0053] A seção de absorção 118c e a seção de remoção 118d cada uma contêm um meio absorvente. A seção de remoção 118d também inclui um meio de transferência de calor e massa, abaixo de seu meio absorvente, que é configurado para fornecer troca de calor entre um meio de aquecimento que flui através de uma passagem do meio de transferência de massa e calor e um fluxo do líquido de destilação que flui para baixo do meio absorvente, de modo que o fluxo do líquido de destilação é aquecido. Conforme o fluxo do líquido de destilação é aquecido, uma parte dele é vaporizada para formar vapores de remoção que sobem conforme o líquido restante continua fluindo para baixo através do meio de transferência de massa e calor. O meio de transferência de massa e calor fornece um contato permanente entre os va-pores de remoção e o fluxo do líquido de destilação, de modo que ele também funciona para fornecer transferência de massa entre as fases de vapor e de líquido, tirando o fluxo do produto líquido 46 de metano, componentes de C2 e componentes mais leves. O produto líquido resultante (corrente 46) sai da região inferior da seção de remoção 118d e deixa 0 conjunto de processamento 118 a 105 °C [221 °F],
[0054] O fluxo do vapor de destilação resultante da seção de retificação 118b é aquecido na seção de resfriamento de alimentação 118a, uma vez que fornece resfriamento para os fluxos 31 e 38, como descrito anteriormente, e 0 fluxo de gás residual resultante 42 deixa 0 conjunto de processamento 118 a 41 °C [106 °F]. O fluxo de gás residual é então recomprimido em duas etapas, 0 compressor 16 impulsionado pela máquina de expansão 15 e 0 compressor 23 impulsionado por uma fonte de energia suplementar. Depois a corrente 42b é resfriada a 43 °C [110 °F] no refrigerador de descarga 24, 0 produto de gás residual (corrente 42c) flui para o gasoduto de saída a 6.307 kPa(a) [915 psia],
[0055] Um sumário das vazões de corrente e consumo de energia para o processo ilustrado na figura 4 é estabelecido na seguinte tabela: Tabela IV (figura 4) Sumário do Fluxo da Corrente - kg moles/Hr [Lb. Moles/Hr]
[0056] Uma comparação das tabelas II e IV mostra que a presente invenção mantém essencialmente as mesmas recuperações do que a técnica anterior. No entanto, a comparação adicional das Tabelas II e IV mostra que os rendimentos do produto foram atingidos usando sig-nificativamente menos energia do que a técnica anterior. Em termos de eficiência da recuperação (definida pela quantidade de propano recuperado por unidade de energia), a presente invenção representa quase um aumento de 4% sobre a técnica anterior do processo da fi gura 2.
[0057] A modalidade da figura 4 da presente invenção fornece as mesmas vantagens relacionadas ao arranjo compacto do conjunto de processamento 118 como a modalidade da figura 3. A modalidade da figura 4 da presente invenção substitui sete itens de equipamento separado na técnica anterior (trocadores de calor 10, 13, e 20, separador 12, separador de refluxo 21, bomba de refluxo 22, e torres de fracionamento 18 na figura 2) por um único item de equipamento (conjunto de processamento 118 na figura 4). Isto reduz as exigências de espaço de plotagem, elimina a tubulação de interconexão, e elimina a energia consumida pela bomba de refluxo, reduzindo o custo capital e custo operacional de uma planta de processo utilizando esta modalidade da presente invenção sobre aquela da técnica anterior, enquanto também reduz o potencial para liberações atmosféricas que podem danificar o ambiente.
[0058] Algumas circunstâncias podem favorecer eliminar a seção de arrefecimento de alimentação 118a a partir do conjunto de processamento 118 e usando um ou mais meios de troca de calor externo ao conjunto de processamento para arrefecimento de alimentação e condensação de refluxo, tal como os trocadores de calor 10 e 20 mostrados nas figuras 7 a 10. Tal arranjo permite que o conjunto de processamento 118 seja menor, o que pode reduzir o custo geral da planta e/ou encurtar o cronograma de fabricação em alguns casos. Observe que em alguns casos os trocadores de calor 10 e 20 representam a multitude de trocadores de calor individuais ou um trocador de calor multipassagem único, ou qualquer combinação dos mesmos. Cada trocador de calor pode ser composto de um trocador de calor do tipo aleta e tubo, um trocador de calor do tipo placa, um trocador de calor do tipo alumínio soldado ou outro tipo de dispositivo de transferência de calor, incluindo trocador de calor do tipo multipassagem e/ou mul- tisserviço. Em alguns casos, pode ser vantajoso combinar o resfriamento de alimentação e a condensação de refluxo em um único trocador de calor de multisserviço. Com o trocador de calor 20 externo ao conjunto de processamento, o separador de refluxo 21 e a bomba 22 normalmente serão necessários para separar o fluxo de líquido condensado 43 e entregar pelo menos uma parte dela a um meio de absorção na seção de retificação modificada 118c como refluxo.
[0059] Algumas circunstâncias podem favorecer o fornecimento de fluxo de líquido 35 diretamente à região inferior da seção de remoção 118d através da corrente 40 conforme mostrado nas figuras 3 a 10. Em tais casos, um dispositivo de expansão apropriado (tal como uma válvula de expansão 17) é usado para expandir o liquido para a pres- são operacional da seção de remoção 118d e o fluxo de líquido expandido resultante 40a é fornecido como alimentação à região inferior da seção de remoção 118d acima do meio de absorção, acima do meio de transferência de massa e calor, ou a ambos os pontos de alimentação (como mostrado pelas linhas tracejadas). Algumas circunstâncias podem favorecer combinar uma porção de fluxo de líquido 35 (corrente 37) com o vapor na corrente 36 (figuras 2,6, 10 e 14) ou com a segunda porção resfriada 33a (figuras 4, 8, 12 e 16) para formar o fluxo combinado 38 e encaminhando a porção restante do fluxo de líquido 35 para a região inferior da seção de remoção 118d através de fluxos 40/40a. Algumas circunstâncias pode favorecer combinar o fluxo de líquido expandido 40a com o fluxo expandido 39a (figuras 2, 6, 10, e 14) ou com o fluxo expandido 34a (figuras 4, 8, 12 e 16) e posteriormente fornecer o fluxo combinado para a região inferior da seção de absorção 118c como uma alimentação única.
[0060] Algumas circunstâncias podem favorecer o uso da segunda porção resfriada (corrente 33a nas figuras 3, 5, 7 e 9) em vez da primeira porção (corrente 36) do fluxo de vapor 34 para formar a corrente 38 que flui para o meio de troca de calor na região inferior da seção de refrigeração de alimentação 118a. Em tais casos, somente a primeira parte resfriada (corrente 32) é fornecida para a seção do separador 118e (figuras 3 e 7) ou o separador 12 (figuras 5 e 9), e todo o fluxo de vapor resultante 34 é fornecido para a máquina de expansão por trabalho 15.
[0061] Em algumas circunstâncias, pode ser vantajoso usar um recipiente separador externo para separar o fluxo de alimentação resfriado 31a, em vez de incluir a seção separadora 118e no conjunto de processamento 118. Conforme mostrado nas figuras 5, 6, 9 e 10, o separador 12 pode ser usado para separar o fluxo de alimentação resfriado 31a no fluxo de vapor 34 e o fluxo de líquido 35. Da mesma forma, como mostrado nas figuras 8, 9, 16 e 17, o separador 12 pode ser usado para separar a primeira porção resfriada 32a no fluxo de vapor 34 e fluxo de líquido 35.
[0062] Dependendo da quantidade de hidrocarbonetos mais pesados no gás de alimentação e na pressão do gás de alimentação, o fluxo de alimentação resfriado 31a que entra na seção separadora 118e nas figuras 3, 4, 7 e 8 ou no separador 12 nas figuras 5, 6, 9 e 10 pode não conter qualquer líquido (por estar acima de seu ponto de orvalho, ou por estar acima de sua pressão crítica). Em tais casos, não há qualquer líquido nos fluxos 35 e 37 (conforme mostrado pelas linhas tracejadas), assim apenas o vapor da seção separadora 118e na corrente 36 (figuras 3, 4, 7 e 8), ou o vapor do separador 12 na corrente 36 (figuras 5, 6, 9 e 10) flui para a corrente 38 para se tornar o fluxo substancialmente condensado expandido 38b fornecido ao meio de transferência de massa e calor (figuras 3 a 6) ou o fluxo condensada substancialmente expandido 38c fornecido ao meio de absorção (figuras 7 a 10) na seção de retificação 118b. Em tais circunstâncias, a seção separadora 118e no conjunto de processamento 118 (figuras 3, 4, 7 e 8) ou no separador 12 (figuras 5, 6, 9 e 10) pode não ser exigida.
[0063] As condições de gás de alimentação, tamanho da planta, equipamento disponível e outros fatores podem indicar que a eliminação da máquina de expansão de operação 15, ou substituição por um dispositivo de expansão alternativo (tal como uma válvula de expansão), é viável. Embora a expansão de fluxo individual seja descrita em dispositivos de expansão específicos, os meios de expansão alternativos podem ser empregados conforme apropriado. Por exemplo, as condições podem garantir expansão de operação da porção substancialmente condensada do fluxo de alimentação (corrente 38a).
[0064] Em conformidade com a presente invenção, o uso de refrigeração externa para suplementar o arrefecimento disponível para o gás de entrada a partir do vapor de destilação e fluxos de líquido pode ser empregado, especificamente no caso de gás de entrada rico. Em tais casos, um meio de transferência de calor e massa pode ser incluído na seção separadora 118e (ou um meio de coleta de gás em tais casos quando o fluxo de alimentação resfriado 31a não contém líquido) conforme mostrado pelas linhas tracejadas nas figuras 3, 4, 7 e 8, ou um meio de transferência de calor e massa pode ser incluído no separador 12 conforme mostrado pelas linhas tracejadas nas figuras 5, 6, 9 e 10. Este meio de transferência de calor e massa pode ser composto de um trocador do tipo aleta e tubo, um trocador de calor do tipo placa, um trocador de calor do tipo alumínio soldado ou outro tipo de dispositivo de transferência de calor, incluindo trocadores de calor do tipo multipassagem e/ou multisserviço. O meio de transferência de calor e massa é configurado para fornecer troca de calor entre um fluxo refrigerante (por exemplo, propano) que flui através de uma passagem do meio de transferência de calor e massa e a porção de vapor do corrente 31a que fluem para cima, para que o refrigerante ainda resfrie o vapor e condense o líquido adicional, que cai para se tornar parte do líquido removida na corrente 35. Como alternativa, os arrefecedores de gás convencionais poderiam ser usados para resfriar a corrente 32a, corrente 33a, e/ou corrente 31a com o refrigerante antes de a corrente 31a entrar na seção separadora 118e (figuras 3, 4, 7 e 8) ou no separador 12 (figuras 5, 6, 9 e 10).
[0065] Dependendo da temperatura e riqueza do gás de alimentação e da quantidade de componentes de C2 a serem recuperados no fluxo de produto de líquido 46, pode não haver aquecimento suficiente disponível a partir da corrente 33 para fazer com que 0 líquido que deixa a seção de remoção 118d satisfaça às especificações do produto. Em tais casos, 0 meio de transferência de calor e massa na seção de remoção 118d pode incluir provisões para fornecer aquecimento suplementar com meio de aquecimento conforme mostrado pelas linhas tracejadas nas figuras 3, 5, 7 e 9. Como alternativa, outro meio de transferência de calor e massa pode ser incluído na região inferior da seção de remoção 118d para fornecer aquecimento suplementar, ou a corrente 33 pode ser aquecida com meio de aquecimento antes de ser fornecida para o meio de transferência de calor e massa na seção de remoção 118d.
[0066] Dependendo do tipo de dispositivos de transferência de calor selecionados para o meio de troca de calor nas regiões superior e inferior da seção de arrefecimento de alimentação 118a nas figuras 3 a 6, pode ser possível combinar estes meios de troca de calor em um único dispositivo de transferência de calor do tipo multipassagem e/ou multisserviço único. Em tais casos, o dispositivo de transferência de calor do tipo multipassagem e/ou multisserviço incluirá meios apropriados para distribuir, segregar e coletar a corrente 32, corrente 38, corrente 45, e o fluxo de vapor de destilação para realizar o arrefecimento e aquecimento desejado. Da mesma forma, o tipo de dispositivo de transferência de calor e massa selecionado para o meio de transferência de calor e massa na seção de retificação 118b nas figuras 3 a 6 pode permitir combiná-lo com o meio de troca de calor na região inferior da seção de refrigeração de alimentação 118a (e possivelmente com o meio de troca de calor na região superior da seção de resfriamento de alimentação 118a também) em um único dispositivo de transferência de massa e calor de passagem única e/ou múltipla passagem. Em tais casos, o dispositivo de transferência de massa e calor de passagem única e/ou múltipla passagem irá incluir meios adequados para a distribuição, segregação e coleta da corrente 38, corrente 38b e o fluxo de vapor de destilação (e, opcionalmente, a corrente 32), a fim de realizar a refrigeração e o aquecimento desejados.
[0067] Algumas circunstâncias podem não favorecer o fornecimen- to de um meio de absorção na região superior da seção de remoção 118d. Em tais casos, um fluxo de líquido de destilação é coletado da região inferior da seção de absorção 118c e direcionado para o meio de transferência de calor e massa na seção de remoção 118d.
[0068] Uma opção menos preferencial para as modalidades das figuras 3, 5, 7 e 9 da presente invenção é fornecer um recipiente separador para a primeira porção resfriada 32a e um recipiente separador para a segunda porção resfriada 33a, combinando os fluxos de vapor separados no mesmo para formar o fluxo de vapor 34, e combinando os fluxos de líquido separados no mesmo para formar o fluxo de líquido 35. Outra opção menos preferencial para a presente invenção é o fluxo de arrefecimento 37 em um meio de troca de calor separado dentro da seção de arrefecimento de alimentação 118a nas figuras 3 a 6, ou uma passagem separada no trocador de calor 10 nas figuras 7 a 10 (em vez de combinar a corrente 37 com a corrente 36 ou corrente 33a para formar o fluxo combinado 38), expandindo o fluxo resfriado em um dispositivo de expansão separado, e fornecendo um fluxo expandido para o meio de transferência de massa e calor (figuras 3 a 6), ou para o meio de absorção (figuras 7 a 10) na seção de retificação 118b, ou para a região superior da seção de absorção 118c.
[0069] Será reconhecido que a quantidade relativa de alimentação encontrada em cada ramificação do vapor dividido dependerá de diversos fatores, incluindo pressão do gás, composição de gás de alimentação, quantidade de calor que pode ser economicamente extraída da alimentação, e a quantidade de potência disponível. Mais alimentação acima da seção de absorção 118c pode aumentar enquanto diminui a energia recuperada do expansor aumentando assim as exi-gências de potência de recompressão. O aumento da alimentação abaixo da seção de absorção 118c reduz o consumo de potência, mas também pode reduzir a recuperação do produto.
[0070] A presente invenção fornece recuperação melhorada de componentes de C2, componentes de C3 e componentes de hidrocar- boneto mais pesados por quantidade de consumo de utilidade exigido para operar 0 processo. Uma melhora no consumo de utilidade exigido para operar 0 processo pode aparecer na forma de exigências de energia reduzida para compressão ou recompressão, exigências de energia reduzida para refrigeração externa, exigências de energia reduzida para aquecimento suplementar, redução dos requisitos de energia para a torre de reebulição, ou uma combinação destes.
[0071] Embora tenha sido descrito 0 que se acredita serem modalidades preferenciais da invenção, aqueles versados na técnica reconhecerão que outras modificações podem ser feitas à mesma, por exemplo para adaptar a invenção a várias condições, tipos de alimentação ou outras exigências sem se afastar da essência da presente invenção conforme definido pelas seguintes reivindicações.
Claims (23)
1. Processo para a separação de um fluxo gasoso (31) contendo metano, componentes de C2, componentes de C3, e componentes de hidrocarbonetos mais pesados em uma fração gasosa de resíduo volátil (42d) e uma fração relativamente menos volátil (46) que contém uma grande parte dos componentes de C2, componentes de C3, e componentes de hidrocarbonetos mais pesados ou os componentes de C3 e componentes de hidrocarbonetos mais pesados, caracterizado pelo fato de que (2) o fluxo gasoso (31) é dividido em primeira (32) e se gunda (33) partes; (3) a primeira parte (33) é resfriada (10); (4) a segunda parte (33) é resfriada (118d); (5) a primeira parte resfriada (32a) é combinada com a segunda parte resfriada (33a) para formar um fluxo gasoso resfriado (31a); (6) o fluxo gasoso resfriado (31a, 34) é dividido em pri meiro (36) e segundo (39) fluxos; (7) o primeiro fluxo (36, 38) é resfriado para condensar- se (10) consideravelmente por completo (38a) e daí em diante é expandido (14) para reduzir a pressão através do que é adicionalmente resfriado; (8) o primeiro fluxo resfriado expandido (38b) é aqueci do (20); (9) o primeiro fluxo expandido aquecido (38c) é forneci do como uma alimentação entre os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes alojados em um conjunto de processamento de item de equipamento único (118), o primeiro meio absorvente (118b) estando localizado acima do segundo meio absorvente (118c); (10) o segundo fluxo (39) é expandido (15) para a menor pressão e é fornecido como uma alimentação inferior (39a) para o segundo meio absorvente (118c); (11) um primeiro fluxo de vapor de destilação (41) é coletado de uma região superior do primeiro meio absorvente (118b) e resfriado em um ou mais meios de troca de calor (20) suficientemente para condensar pelo menos uma parte dele, para fornecer assim pelo menos uma parte do aquecimento (20) da etapa (7); (12) o primeiro fluxo de vapor de destilação pelo menos parcialmente condensado (41a) é fornecido a um meio de separação (21) e é separado nele, formando assim um fluxo condensado (43) e um segundo fluxo de vapor de destilação (42); (13) o fluxo condensado (43a) é fornecido como uma alimentação superior ao primeiro meio absorvente (118b); (14) o segundo fluxo de vapor de destilação (43) é aquecido nos um ou mais meios de troca de calor (10), para fornecer assim pelo menos uma parte do resfriamento (10) das etapas (2) e (6) e, posteriormente, descarregar o segundo fluxo de vapor de destilação aquecido (42a, 42b, 42c, 42d) como a fração gasosa de resíduo volátil; (15) um fluxo líquido de destilação é coletado a partir de uma região inferior do segundo meio absorvente (118c) e aquecido em um meio de transferência de massa (118d) e calor alojado no conjunto de processamento, (118) para fornecer assim, pelo menos uma parte do resfriamento (118d) da etapa (3) ao mesmo tempo em que retira os componentes mais voláteis do fluxo líquido de destilação e, posteriormente, descarrega o fluxo líquido de destilação extraído e aquecido a partir do conjunto de processamento (118) como a fração relativamente menos volátil (46); e (16) as quantidades e temperaturas dos fluxos de alimentação (38c, 43a) para o primeiro meio absorvente (118b) são eficazes para manter a temperatura da região superior do primeiro meio absorvente a uma temperatura em que as partes principais dos componentes na fração relativamente menos volátil são recuperadas.
2. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que (a) a primeira parte resfriada (32a) é combinada com a segunda parte resfriada (33a) para formar um fluxo gasoso parcialmente condensado (31a); (b) o fluxo gasoso parcialmente condensado (31a) é fornecido a um meio de separação adicional (12) e é separado nele para fornecer um fluxo de vapor (34) e pelo menos um fluxo líquido (35); (c) o fluxo de vapor (34) é dividido em primeiro (36) e segundo (39) fluxos; e (d) pelo menos uma parte (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) é expandida (17) para a menor pressão e é fornecida como uma alimentação (40a) ao conjunto de processamento (118) abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
3. Processo, de acordo com a reivindicação 2, caracterizado pelo fato de que (a) o primeiro fluxo (36) é combinado com pelo menos uma parte (37) do dito pelo menos um fluxo líquido (35) para formar um fluxo combinado (38); (b) o fluxo combinado (38) é resfriado (10) para condensar- se consideravelmente por completo (38a) e daí em diante é expandido (14) para uma menor pressão através do que é adicionalmente resfriado; (c) o fluxo combinado resfriado expandido (38b) é aquecido (20); (d) o fluxo combinado expandido aquecido (38c) é fornecido como uma alimentação entre os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes; (e) um primeiro fluxo de vapor de destilação (41) é coletado de uma região superior do primeiro meio absorvente (118b) e resfriado em um ou mais meios de troca de calor (20) suficientemente para condensar pelo menos uma parte dele, para fornecer assim pelo menos uma parte do aquecimento (20) da etapa (c); e (f) qualquer parte remanescente (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) é expandida (17) para a menor pressão e é fornecida como uma alimentação (40a) ao conjunto de processamento (118) abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
4. Processo, de acordo com a reivindicação 1, caracterizado pelo fato de que (a) o fluxo gasoso (31) é resfriado (10); e (b) o fluxo gasoso resfriado (31a, 34) é dividido em primeiro (36) e segundo (39) fluxos.
5. Processo, de acordo com a reivindicação 4, caracterizado pelo fato de que (a) o fluxo gasoso (31) é resfriado (10) o suficiente para condensá-lo parcialmente (31a); (b) o fluxo gasoso parcialmente condensado (31a) é fornecido a um meio de separação adicional (12) e é separado nele para fornecer um fluxo de vapor (34) e pelo menos um fluxo líquido (35); (c) o fluxo de vapor (34) é dividido em primeiro (36) e segundo fluxos (39); e (d) pelo menos uma parte (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) é expandida (17) para a menor pressão e é fornecida como uma alimentação (40a) ao conjunto de processamento (118) abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
6. Processo, de acordo com a reivindicação 5, caracterizado pelo fato de que (a) o primeiro fluxo (36) é combinado com pelo menos uma parte (37) do pelo menos um fluxo líquido (35) para formar um fluxo combinado (38); (b) o fluxo combinado (38) é resfriado (10) para condensar- se consideravelmente por completo (38a) e daí em diante é expandido (14) para uma menor pressão através do que é adicionalmente resfriado; (c) o fluxo combinado resfriado expandido (38b) é aquecido (20); (d) o fluxo combinado expandido aquecido (38c) é fornecido como uma alimentação entre os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes; (e) um primeiro fluxo de vapor de destilação (41) é coletado de uma região superior do primeiro meio absorvente (118b) e resfriado em um ou mais meios de troca de calor (20) suficientemente para condensar pelo menos uma parte dele, para fornecer assim pelo menos uma parte do aquecimento (20) da etapa (c); e (f) qualquer parte remanescente (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) é expandida (17) para a menor pressão e é fornecida como uma alimentação (40a) ao conjunto de processamento (118) abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
7. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 2, 3, 5 ou 6, caracterizado pelo fato de que o meio de separação adicional está alojado no conjunto de processamento (118).
8. Processo, de acordo com a reivindicação 1 ou 4, caracterizado pelo fato de que (1) um meio de coleta de gás (118e) está alojado no con- junto de processamento (118); (2) um meio de transferência de massa e calor adicional é incluído dentro do meio de coleta de gás, o meio de transferência de massa e calor adicional incluindo uma ou mais passagens para um meio de refrigeração externo; (3) o fluxo gasoso resfriado (31a) é fornecido ao meio de coleta de gás (118e) e direcionado para o meio de transferência de massa e calor adicional para ser resfriado adicionalmente pelo meio de refrigeração externo; e (4) o fluxo gasoso resfriado (34) é dividido nos primeiro (36) e segundo (39) fluxos.
9. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 2, 3, 5, 6 ou 7, caracterizado pelo fato de que (1) um meio de transferência de massa e calor adicional é incluído dentro do meio de separação adicional (12; 118e), o meio de transferência de massa e calor adicional incluindo uma ou mais passagens para um meio de refrigeração externo; (2) o fluxo gasoso é direcionado para o meio de transferência de massa e calor adicional para ser resfriado adicionalmente pelo meio de refrigeração externo para formar um condensando adicional; e (3) o condensado adicional torna-se uma parte do pelo menos um fluxo líquido (35) separado nele.
10. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações anteriores, caracterizado pelo fato de que (1) um meio absorvente adicional é incluído dentro do conjunto de processamento (118) acima do meio de transferência de massa e calor (118d);(2) o meio absorvente adicional é configurado para prover contato do fluxo líquido de destilação do segundo meio absorvente (118c) com os componentes mais voláteis extraídos do meio de trans- ferência de massa e calor (118d), formando assim um terceiro fluxo de vapor de destilação e um fluxo líquido de destilação parcialmente extraído; (3) o terceiro fluxo de vapor de destilação é fornecido à região inferior do segundo meio absorvente (118c); e (4) o fluxo líquido de destilação parcialmente extraído é fornecido ao meio de transferência de massa e calor (118d) para ser aquecido, desse modo extraindo-o adicionalmente para formar o fluxo líquido de destilação extraído e aquecido que é descarregado a partir do conjunto de processamento (118) como a fração relativamente menos volátil (46).
11. Processo, de acordo com qualquer uma das reivindicações 1, 2, 3, 7, 8, 9 ou 10, caracterizado pelo fato de que o meio de transferência de massa e calor (118d) inclui uma ou mais passagens para um meio de aquecimento externo para complementar o aquecimento fornecido pela segunda parte para a retirada dos componentes mais voláteis do fluxo líquido de destilação.
12. Aparelho para a separação de um fluxo gasoso (31) contendo metano, componentes de C2, componentes de C3, e componentes de hidrocarbonetos mais pesados em uma fração gasosa de resíduo volátil (42d) e uma fração relativamente menos volátil (46) que contém uma grande parte dos componentes de C2, componentes de C3, e componentes de hidrocarbonetos mais pesados ou os componentes de C3 e componentes de hidrocarbonetos mais pesados, caracterizado pelo fato de que compreende (1) um primeiro meio de divisão para dividir 0 fluxo gasoso (31) em primeira (32) e segunda partes (33); (2) um primeiro meio de troca de calor (10) conectado ao primeiro meio de divisão para receber uma primeira parte (32) e resfriá-la; (3) um meio de transferência de massa e calor (118d) alojado em um conjunto de processamento de item de equipamento único (118) e conectado ao primeiro meio de divisão para receber a segunda parte (33) e resfriá-la; (4) um primeiro meio de combinação conectado ao primeiro meio de troca de calor (10) e ao meio de transferência de massa e calor (118d) para receber a primeira parte resfriada (32a) e a segunda parte resfriada (33a) e formar um fluxo gasoso resfriado (31a); (5) um segundo meio de divisão conectado ao primeiro meio de combinação para receber o fluxo gasoso resfriado (31a, 34) e dividi-lo em primeiro (36) e segundo (39) fluxos; (6) um segundo meio de troca de calor (10) conectado ao segundo meio de divisão para receber o primeiro fluxo (36, 38) e res- friá-lo suficientemente para condensá-lo consideravelmente; (7) um primeiro meio de expansão (14) conectado ao segundo meio de troca de calor (10) para receber o primeiro fluxo consideravelmente condensado (38a) e expandi-lo para uma menor pressão; (8) um terceiro meio de troca de calor (20) conectado ao primeiro meio de expansão (14) para receber o primeiro fluxo resfriado expandido (38b) e aquecê-lo; (9) primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes alojados no conjunto de processamento (118) e conectados ao terceiro meio de troca de calor (20) para receber o primeiro fluxo expandido (38c) aquecido como uma alimentação a ele entre os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes, o primeiro meio absorvente (118b) estando localizado acima do segundo meio absorvente (118c); (10) um segundo meio de expansão (15) conectado ao segundo meio de divisão para receber o segundo fluxo (39) e expandi-lo para a menor pressão, o segundo meio de expansão (15) sendo ainda conectado ao segundo meio absorvente (118b) para fornecer o segundo fluxo expandido (39a) como uma alimentação inferior a ele; (11) um meio de coleta de vapor alojado no conjunto de processamento (118) e conectado ao primeiro meio absorvente (118b) para receber um primeiro fluxo de vapor de destilação (41) a partir de uma região superior do primeiro meio absorvente; (12) um terceiro meio de troca de calor (20) sendo ainda conectado ao meio de coleta de vapor para receber o primeiro fluxo de vapor de destilação (41) e resfriá-lo o suficiente para condensar pelo menos uma parte dele (41a), fornecendo assim pelo menos uma parte do aquecimento (20) da etapa (8); (13) um meio de separação (21) conectado ao terceiro meio de troca de calor (20) para receber o primeiro fluxo de vapor de destilação (41a) pelo menos parcialmente condensado e separá-lo em um fluxo condensado (43) e um segundo fluxo de vapor de destilação (42); (14) o primeiro meio absorvente (118b) sendo ainda conectado ao meio de separação (21) para receber o fluxo condensado (43a) como uma alimentação superior a ele; (15) o segundo meio de troca de calor (10) sendo ainda conectado ao meio de separação (21) para receber o segundo fluxo de vapor de destilação (42) e aquecê-lo, para assim fornecer pelo menos uma parte do resfriamento (10) da etapa (6); (16) o primeiro meio de troca de calor (10) sendo adicionalmente conectado ao segundo meio de troca de calor (10) para receber o segundo fluxo de vapor de destilação aquecido e aquecê-lo adicionalmente, para assim fornecer pelo menos uma parte do resfriamento (10) da etapa (2) e, posteriormente, descarregar o segundo fluxo de vapor de destilação aquecido adicionalmente como a fração gasosa de resíduo volátil (42a, 42b, 42c, 42d); (17) um meio de coleta de líquido alojado no conjunto de processamento (118) e conectado ao segundo meio absorvente (118c) para receber um fluxo líquido de destilação a partir de uma região inferior do segundo meio absorvente (118c); (18) o meio de transferência de massa e calor (118d) sendo adicionalmente conectado ao meio de coleta de líquido para receber o fluxo líquido de destilação e aquecê-lo, para fornecer assim, pelo menos uma parte do resfriamento da etapa (3) ao mesmo tempo em que retira os componentes mais voláteis do fluxo líquido de destilação e, posteriormente, descarrega o fluxo líquido de destilação extraído e aquecido a partir do conjunto de processamento como a fração relativamente menos volátil (46); e (19) um meio de controle adaptado para regular as quantidades e temperaturas dos fluxos de alimentação (38c, 43a) para o primeiro meio absorvente (118b) para manter a temperatura da região superior do primeiro meio absorvente a uma temperatura em que as partes principais dos componentes na fração relativamente menos volátil (46) são recuperadas.
13. Aparelho, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelo fato de que (a) o meio de combinação é adaptado para receber a primeira parte resfriada (32a) e a segunda parte resfriada (33a) e formar um fluxo gasoso parcialmente condensado (31a); (b) um meio de separação adicional (12) é conectado ao primeiro meio de combinação para receber o fluxo gasoso parcialmente condensado (31a) e separá-lo em um fluxo de vapor (34) e pelo menos um fluxo líquido (35); (c) o segundo meio de divisão é conectado ao meio de separação adicional (12) para receber o fluxo de vapor (34) e dividi-lo em primeiro (36) e segundo (39) fluxos; e (d) um terceiro meio de expansão (17) é conectado ao meio de separação adicional (12) para receber pelo menos uma parte (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) e expandi-lo para a menor pressão, o terceiro meio de expansão (17) sendo adicionalmente conectado ao conjunto de processamento (118) para fornecer o fluxo líquido expandido (40a) como uma alimentação a ele abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
14. Aparelho, de acordo com a reivindicação 13, caracterizado pelo fato de que (a) o meio de combinação adicional é conectado ao segundo meio de divisão e ao meio de separação adicional (12) para receber o primeiro fluxo (36) e pelo menos uma parte (37) do pelo menos um fluxo líquido (35) e formar um fluxo combinado (38); (b) o segundo meio de troca de calor (10) é conectado ao meio de combinação adicional para receber o fluxo combinado (38) e resfriá-lo suficientemente para condensá-lo consideravelmente; (c) o primeiro meio de expansão (14) é conectado ao segundo meio de troca de calor (10) para receber o fluxo combinado consideravelmente condensado (38a) e expandi-lo para uma menor pressão; (d) o terceiro meio de troca de calor (20) é conectado ao primeiro meio de expansão (14) para receber o fluxo combinado resfriado expandido (38b) e aquecê-lo; (e) os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes são conectados ao terceiro meio de troca de calor (20) para receber o fluxo combinado expandido aquecido (38c) como uma alimentação a ele entre os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes; e (f) o terceiro meio de expansão (17) é conectado ao meio de separação adicional para receber qualquer parte remanescente (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) e expandi-lo (40) para a menor pressão, o terceiro meio de expansão (17) sendo adicionalmente conectado ao conjunto de processamento (118) para fornecer o fluxo líquido expandido (40a) como uma alimentação a ele abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
15. Aparelho, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelo fato de que (a) o primeiro meio de troca de calor (10) é adaptado para resfriar o fluxo gasoso (31); e (b) o primeiro meio de divisão é conectado ao primeiro meio de troca de calor (10) para receber o fluxo gasoso resfriado (31a, 34) e dividi-lo em primeiro (36) e segundo (39) fluxos.
16. Aparelho, de acordo com a reivindicação 15, caracterizado pelo fato de que (a) o primeiro meio de troca de calor (10) é adaptado para refrigerar o fluxo gasoso (31) o suficiente para condensá-lo parcialmente; (b) o meio de separação adicional (12) é conectado ao primeiro meio de troca de calor (10) para receber o fluxo gasoso parcialmente condensado (31a) e separá-lo em um fluxo de vapor (34) e pelo menos um fluxo líquido (35); (c) o primeiro meio de divisão é conectado ao meio de separação adicional (12) para receber o fluxo de vapor (31) e dividi-lo em primeiro (36) e segundo (39) fluxos; e (d) um terceiro meio de expansão (17) é conectado ao meio de separação adicional (12) para receber pelo menos uma parte (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) e expandi-lo para a menor pressão, o terceiro meio de expansão (17) sendo adicionalmente conectado ao conjunto de processamento (118) para fornecer o fluxo líquido expandido (40a) como uma alimentação a ele abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
17. Aparelho, de acordo com a reivindicação 16, caracterizado pelo fato de que (a) um meio de combinação adicional é conectado ao primeiro meio de divisão e ao meio de separação adicional (12) para receber o primeiro fluxo (36) e pelo menos uma parte (37) do pelo menos um fluxo líquido (35) e formar um fluxo combinado (38); (b) o segundo meio de troca de calor (10) é conectado ao meio de combinação adicional para receber o fluxo combinado (38) e resfriá-lo suficientemente para condensá-lo consideravelmente; (c) o primeiro meio de expansão (14) é conectado ao segundo meio de troca de calor (10) para receber o fluxo combinado consideravelmente condensado (38a) e expandi-lo para uma menor pressão; (d) o terceiro meio de troca de calor (20) é conectado ao primeiro meio de expansão (14) para receber o fluxo combinado resfriado expandido (38b) e aquecê-lo;(e) os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes são conectados ao terceiro meio de troca de calor (20) para receber o fluxo combinado expandido aquecido (38c) como uma alimentação a ele entre os primeiro (118b) e segundo (118c) meios absorventes; e (f) o terceiro meio de expansão (17) é conectado ao meio de separação adicional (12) para receber qualquer parte remanescente (40) do pelo menos um fluxo líquido (35) e expandi-lo para a menor pressão, o terceiro meio de expansão (17) sendo adicionalmente conectado ao conjunto de processamento (118) para fornecer o fluxo líquido expandido (40a) como uma alimentação a ele abaixo do segundo meio absorvente (118c) e acima do meio de transferência de massa e calor (118d).
18. Aparelho, de acordo com qualquer uma das reivindicações 13, 14, 16 ou 17, caracterizado pelo fato de que o meio de separação adicional (118e) está alojado no conjunto de processamento (118).
19. Aparelho, de acordo com a reivindicação 12, caracterizado pelo fato de que 1) ) um meio de coleta de gás (118e) está alojado no conjunto de processamento (118); 2) ) um meio de transferência de massa e calor adicional é incluído dentro do meio de coleta de gás, o meio de transferência de massa e calor adicional incluindo uma ou mais passagens para um meio de refrigeração externo; 3) ) o meio de coleta de gás (118e) é conectado ao primeiro meio de combinação para receber o fluxo gasoso resfriado (31a) e di- recioná-lo para o meio de transferência de massa e calor adicional para ser resfriado adicionalmente pelo meio de refrigeração externo; e 4) ) o primeiro meio de divisão é adaptado para ser conectado ao meio de coleta de gás para receber o fluxo gasoso resfriado adicional (34) e dividi-lo nos primeiro (36) e segundo (39) fluxos.
20. Aparelho, de acordo com a reivindicação 15, caracterizado pelo fato de que (a) um meio de coleta de gás (118e) está alojado no conjunto de processamento (118); (b) um meio de transferência de massa e calor adicional é incluído dentro do meio de coleta de gás, o meio de transferência de massa e calor adicional incluindo uma ou mais passagens para um meio de refrigeração externo; (3) o meio de coleta de gás (118e) é conectado ao primeiro meio de troca de calor para receber o fluxo gasoso resfriado (31a) e direcioná-lo para o meio de transferência de massa e calor adicional para ser resfriado adicionalmente pelo meio de refrigeração externo; e (4) o meio de divisão é adaptado para ser conectado ao meio de coleta de gás para receber o fluxo gasoso resfriado adicional (31a) e dividi-lo nos primeiro (36) e segundo (39) fluxos.
21. Aparelho, de acordo com qualquer uma das reivindicações 13, 14, 16, 17 ou 18, caracterizado pelo fato de que (1) um meio de transferência de massa e calor adicional é incluído dentro do meio de separação adicional (12; 118c), o meio de transferência de massa e calor adicional incluindo uma ou mais passagens para um meio de refrigeração externo; (2) o fluxo de vapor é direcionado ao meio de transferência de massa e calor adicional para ser resfriado pelo meio de refrigeração externo para formar condensado adicional; e (3) o condensado adicional torna-se uma parte do pelo menos um fluxo líquido separado nele.
22. Aparelho, de acordo com qualquer uma das reivindicações 12, 13, 14, 15, 16, 17, 18, 19, 20 ou 21, caracterizado pelo fato de que (1) um meio absorvente adicional é incluído dentro do conjunto de processamento (118) acima do meio de transferência de massa e calor (118d) e conectado ao meio de transferência de massa e calor para receber os componentes mais voláteis extraídos; (2) o meio absorvente adicional é conectado adicionalmente ao meio de coleta de líquido para receber o fluxo líquido de destilação e proporcionar contato do fluxo líquido de destilação com os componentes mais voláteis extraídos, formando assim um terceiro fluxo de vapor de destilação e um fluxo líquido de destilação parcialmente extraído; (3) o segundo meio absorvente (118c) é adaptado para ser conectado ao meio absorvente adicional para receber o terceiro fluxo de vapor de destilação e fornecê-lo à região inferior do segundo meio absorvente (118c); e (4) o meio de transferência de massa e calor (118d) é adaptado para ser conectado ao meio absorvente adicional para receber o fluxo líquido de destilação parcialmente extraído e aquecê-lo, desse modo extraindo-o adicionalmente para formar o fluxo líquido de destilação extraído e aquecido que é descarregado a partir do conjunto de processamento (118) como a fração relativamente menos volátil (46).
23. Aparelho, de acordo com qualquer uma das reivindicações 12, 13, 14, 18, 19, 21 ou 22, caracterizado pelo fato de que o meio de transferência de massa e calor (118d) inclui uma ou mais passagens para um meio de aquecimento externo para complementar o aquecimento fornecido pela segunda parte para a retirada dos componentes mais voláteis do fluxo líquido de destilação.
Applications Claiming Priority (21)
| Application Number | Priority Date | Filing Date | Title |
|---|---|---|---|
| US201013048315A | 2010-03-15 | 2010-03-15 | |
| US12/750,862 US8881549B2 (en) | 2009-02-17 | 2010-03-31 | Hydrocarbon gas processing |
| PCT/US2010/029331 WO2010144172A1 (en) | 2009-06-11 | 2010-03-31 | Hydrocarbon gas processing |
| US12/772,472 | 2010-05-03 | ||
| PCT/US2010/033374 WO2010144186A1 (en) | 2009-06-11 | 2010-05-03 | Hydrocarbon gas processing |
| US12/772,472 US9933207B2 (en) | 2009-02-17 | 2010-05-03 | Hydrocarbon gas processing |
| USPCT/US2010/0033374 | 2010-05-03 | ||
| USPCT/US2010/0035121 | 2010-05-17 | ||
| US12/781,259 US9939195B2 (en) | 2009-02-17 | 2010-05-17 | Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly |
| PCT/US2010/035121 WO2010144217A1 (en) | 2009-06-11 | 2010-05-17 | Hydrocarbon gas processing |
| US13/048,315 | 2011-03-15 | ||
| PCT/US2011/028872 WO2011123253A1 (en) | 2010-03-31 | 2011-03-17 | Hydrocarbon gas processing |
| USPCT/US2011/0028872 | 2011-03-17 | ||
| PCT/US2011/029034 WO2011126710A1 (en) | 2010-03-31 | 2011-03-18 | Hydrocarbon gas processing |
| US13/051,682 US9074814B2 (en) | 2010-03-31 | 2011-03-18 | Hydrocarbon gas processing |
| PCT/US2011/029234 WO2011123276A1 (en) | 2009-02-17 | 2011-03-21 | Hydrocarbon gas processing |
| US13/052,575 US9068774B2 (en) | 2010-03-31 | 2011-03-21 | Hydrocarbon gas processing |
| US13/052,348 US9052137B2 (en) | 2009-02-17 | 2011-03-21 | Hydrocarbon gas processing |
| PCT/US2011/029239 WO2011123278A1 (en) | 2010-03-31 | 2011-03-21 | Hydrocarbon gas processing |
| PCT/US2011/029409 WO2011123289A1 (en) | 2010-03-31 | 2011-03-22 | Hydrocarbon gas processing |
| US13/053,792 US9057558B2 (en) | 2010-03-31 | 2011-03-22 | Hydrocarbon gas processing including a single equipment item processing assembly |
Publications (2)
| Publication Number | Publication Date |
|---|---|
| BRPI1106084A2 BRPI1106084A2 (pt) | 2017-06-13 |
| BRPI1106084B1 true BRPI1106084B1 (pt) | 2020-09-01 |
Family
ID=62916390
Family Applications (1)
| Application Number | Title | Priority Date | Filing Date |
|---|---|---|---|
| BRPI1106084-0A BRPI1106084B1 (pt) | 2010-03-15 | 2011-03-22 | Processo e aparelho para a separação de um fluxo gasoso |
Country Status (1)
| Country | Link |
|---|---|
| BR (1) | BRPI1106084B1 (pt) |
-
2011
- 2011-03-22 BR BRPI1106084-0A patent/BRPI1106084B1/pt active IP Right Grant
Also Published As
| Publication number | Publication date |
|---|---|
| BRPI1106084A2 (pt) | 2017-06-13 |
Similar Documents
| Publication | Publication Date | Title |
|---|---|---|
| US9068774B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| BRPI1008851B1 (pt) | processo e aparelho para a separação de uma corrente de gás contendo metano, componentes c2, componentes c3, e componentes de hidrocarbonetos mais pesados | |
| US20100275647A1 (en) | Hydrocarbon Gas Processing | |
| BRPI0817779B1 (pt) | Processo para separação de uma corrente de gás | |
| CN102596361B (zh) | 烃气体处理 | |
| CN102549366B (zh) | 烃气体处理 | |
| CN102460049B (zh) | 烃气体处理 | |
| CN102472573B (zh) | 烃气体处理 | |
| CN102803881B (zh) | 烃气体处理 | |
| CN102483299B (zh) | 烃气体处理 | |
| BRPI1106084B1 (pt) | Processo e aparelho para a separação de um fluxo gasoso | |
| AU2011233590B2 (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| CN102510987B (zh) | 烃气处理 | |
| CA2764579C (en) | Hydrocarbon gas processing | |
| KR20120139655A (ko) | 탄화수소 가스 처리 방법 | |
| BRPI1106070B1 (pt) | processo e aparelho para a separação de uma corrente de gás | |
| BR112012000300A2 (pt) | processamento de gás hidrocarboneto | |
| EP2553368A1 (en) | Hydrocarbon gas processing |
Legal Events
| Date | Code | Title | Description |
|---|---|---|---|
| B06F | Objections, documents and/or translations needed after an examination request according art. 34 industrial property law | ||
| B06U | Preliminary requirement: requests with searches performed by other patent offices: suspension of the patent application procedure | ||
| B09A | Decision: intention to grant | ||
| B16A | Patent or certificate of addition of invention granted |
Free format text: PRAZO DE VALIDADE: 20 (VINTE) ANOS CONTADOS A PARTIR DE 22/03/2011, OBSERVADAS AS CONDICOES LEGAIS. |